规整填料精馏塔 1.概述 填料塔是石油、化工、轻工、制药以及原子能工业中广泛应用的化工分离设备，约有100多年的发展史。近年来，随着分离技术的发展，填料结构不断改进，出现了不少具有高通量、高效率、低压降的新型填料，诸如SULZER公司的MELLEPAK填料、GLITSCH公司的GEMPAK填料、KOCH公司的FLEXPAC填料。同时与之相适应的新型塔内件也应运而生，从而给填料塔的发展带来了新的生机。由于采用了效率高、放大效应小的填料，同时改进了液体分配器的结构，使得目前波纹填料塔最大直径已可达14m。 随着空分设备的大型化和无氢制氩技术的发展，采用微分接触的高效填料塔势在必行。使用规整填料的空分装置与传统空分装置相比，具有以下优点： ①压降低、能耗低、传质效果好； ②装置操作弹性高； ③容易提取高纯度氩； ④装置启动积液容易； ⑤适用于各种塔径，可通过使用高效填料缩小塔径和降低塔高。 常见的填料塔结构如图1和表1。它由外壳、塔填料、
液体分布器、液体收集器、支撑格栅、定位格栅、气体进口管、带防涡器的液体出口管以及裙座组成。 表1 常见填料塔组件名称 序号 组件名称 1 规整填料 2 支撑 3 液体收集器 4 带导液的环形槽道 5 液体分布器 6 定位格栅 7 支撑格栅 8 气体进口管 9 塔底 10 带防涡器的液体出口管 11 裙座 12 底座 图1 填料塔示意图见 附件 （不能贴图） 2.波纹填料的几何结构 板波纹填料通常按照塔径大小做成圆柱状填料盘，每盘填料由压成波纹状的薄片相错排列组装而成。 2.1波纹片结构[1] 图2为我厂生产的KBB-J-4.3Y波纹填料元件——波纹片的结构图，其参数如下： 峰高（大波纹）： = 4.30mm 波距（大波纹）： = 7.20mm 板厚： = 0.15mm 齿顶角（大波纹）： = 66.20 倾角（大波纹）： = 450 未注圆角（大波纹）： = 0.75mm 小波纹波高： = 0.43mm 小波纹波距： = 1.50mm 小波纹波距： = 0.50mm 小波纹波距： = 1.00mm 小波纹圆角： = 0.20mm 孔径： = 3.92mm 开孔率： = 10.83% 开孔倾角： = 9.50±0.50 图2 孔板波纹片结构图 2.2几何特性参数计算 比表面积 指每立方米填料层所具有的填料的总几何表面积，单位为m2/m3，KBB-J-4.3Y填料的比表面积按下式计算。 堆积密度 指每立方米填料层的填料重量，单位为kg/m3，当已知填料的空隙率 和材质密度 时，也可用下式计算堆积密度： 空隙率 指每立方米填料层中所具有的空隙率，单位为m3/m3，用测得的堆积密度 及查出的材质密度 ，可用下式计算空隙率： 也可用比表面积 和波纹片厚度 ，由下式计算空隙率： 开孔率 取一波纹片，用卡尺量取峰高 、波距 以及波纹片宽度，并读出波纹数 ，用下式计算该波纹片上一个面的表面积： 然后计算该波纹片上孔的总面积，用此孔面积除以 即为开孔率 。 当量直径 用已测得的峰高、波距值，计算波纹边线长度，然后算出内接圆的半径，两倍之，则得该波纹填料的当量半径值。 也可用上面测得的比表面积、空隙率和波纹片厚，用下式计算当量半径值： 干填料因子 可直接由上述测定并计算得的填料比表面积 和床层空隙率 按下式算出，即： 3.塔径计算 一般而言，填料精馏塔的直径是根据气体负荷来计算的。按流量公式为： 或 式中： VS 气体流量，m3/s。 G 气体质量流量，kg/h 从上式可以看出，计算塔径的核心问题是确定空塔流速uG值。确定uG值的方法可以参照散堆填料的方法： BAIN-HOUGEN关联式 BAIN和HOUGEN对SHERWOOD-HOLLOWAY公式作了修正，提出了如下计算泛点速度的关联式[2]： 式中：uGf 泛点气速，m/s g 重力加速度，9.81m/s2 a/ε3 干填料因子，1/m ρG 气相密度，kg/m3 ρL 液相密度，kg/m3 μL 液相黏度，cP A 与填料相关的常数 对750Y（或700Y），A=0.35 L 液体质量流量，kg/h 计算出泛点速度后，则由下式确定空塔气速uG值： 4.填料层高度 4.1传质单元法[5] 填料精馏塔为微分式接触精馏，在微元高度dn的填料段上对某一组分的质平衡为： 式中： V 通过填料上升的蒸汽量 L 通过填料下降的液体量 x 下流液体中某组分的含量 y 上升蒸汽中某组分的含量 z 蒸汽中与下流液体相平衡的某组分含量 x* 液体中与上升蒸汽相平衡的某组分含量 K,K’ 传质系数。它与扩散系数、上升蒸汽及下流液体的流动特性、介质的物理特性、塔径、填料特性等诸因素有关。 A 单位高度上填料的表面积 对上式积分后可以得到某段(或整段)填料的高度： 式中： 注脚1 进料气或残液浓度 注脚2 产品气或回流液浓度 4.2理论塔板法 对于精馏计算，基于理论板（平衡级）的概念，习惯用理论板当量高度（HETP）值表达填料的传质动力学效率，故习惯用理论板法计算填料层高度： 式中： Nm 理论塔板数 HETP 相当于一块理论板的填料高度 实验证明，HETP不仅与填料的性质有关，而且与精馏塔的高度、直径、径高比、气流速度、喷淋密度和被分离物的物理特性有关。 在许多实验资料的基础上提出了下列计算公式： 式中： m 在y-x坐标上平衡曲线的倾角正切平均值。用下式计算m足够精确： mI 各段的倾角正切值 SULZER公司的SPIEGEL提出如下的等板高度计算公式[6]： 式中： 填料空隙率 填料几何角度 填料当量直径，m 液体空塔流速，m/s ht 填料持液量，% DG 气体扩散系数，m2/s 5.持液量 BRAVO提出的总持液量计算公式[6]为： 式中： Ft 有效湿润表面的修正系数，取0.94 g 重力加速度，m/s2 6.压降 6.1 填料压降 规整填料的压降可按BRAVO公式计算[7]： 式中： 填料压降，m/Pa 重力加速度，m/s2 气体黏度，mPa.s 与填料种类相关的常数** 6.2 250Y填料压降 干填料压降： 湿填料压降： 式中： LL 液体喷淋密度，m3/m2.h 本公式的计算值与实测值相比，平均偏差为5.5%，最大偏差为10%。 6.3 500Y与750Y填料压降 500Y与750Y填料压降根据F因子按图3计算。 7.塔内件设计 7.1填料支撑 填料支撑的基本要求有： ①符合承重要求，支撑板上的负荷包括填料重量、填料空隙中充满液体的重量及可能加到装置上冲击压力的总和。 ②支撑装置的自由流动净截面面积应是塔截面面积的65%，或更大，以防止由于流体流动受阻，压力降增加而导致液泛。 ③支撑装置上的填料层高度应按规定设计，以免产生机械的、振动的和热的冲击负荷，影响塔的操作。 图5 填料支撑结构 规整填料常用的填料支撑如图5，其尺寸和负荷见表4。 7.2液体分配器[8] 塔内液体的均布是填料塔良好操作之关键所在，它直接影响塔内气液两相的接触表面积及填料塔的操作效率。在空分装置的精馏中，一般采用液体自流式（即重力型）。 填料上的液体分布器的选择，与塔直径的大小、填料形式及分布器的材质有关。分布器一般分为两类：①液体自流式；②液体受压进料式。表5是几种液体分配器的主要特征及其适用范围。 表4 104型填料支撑参数 塔径ID mm 支撑环 宽度mm 负荷，kPa 高度H mm 碳钢 不锈钢 铝LF4 150～300 夹子 56.0 67.0 33.5 25 301～450 19 37.3 44.5 22.2 25 451～600 25 27.7 33.0 16.5 25 601～750 32 27.7 33.0 16.5 32 751～1500 38 26.3 31.6 15.8 51 1501～2250 50 16.2 19.1 9.0 65 2251～3000 63 26.3 31.6 15.8 65 3001～3500 63 24.4 29.2 14.6 65 3501～4500 76 15.8 19.1 9.0 65 注：塔径大于等于2700mm的填料支撑需要增加中间支撑梁。 表5 几种液体分配器的主要特征及其适用范围 液体自流式分配器 液体受压进料式分配器 筛板式液体分配器（如圆筒形升气式液体分布器，槽条形升气式液体分布器） 切口形液体分配器（如筒式切口形液体分配器，槽式切口形液体分配器） 管式液体分配器 ① 适用于较小的液体流量（≤0.72m3/m2h），且限制流量的波动范围，即液体流量调节比2.5左右。 ② 适用于较小的黏度且在操作温度下不易冻结的非混浊液体，以防降液筛孔的堵塞。若必须使用于混浊液体，需事先充分过滤。 ③ 由于降液与上升气体分道，故特别适用于易起泡的液体物系。 ④ 降液筛孔多而分散，故适用于装填有不易使液体均匀分布的填料的填料塔。 ⑤ 适用于直径≥3m的填料塔中。 ① 适用于较大液体流量，否则由于单位面积液体分布点较少会导致液体分布不均。液流调节比为3～4。 ② 适用于含较多固体杂质且在操作温度下易冻结的液体。 ③ 由于气液逆向同道对流，易使液体泛出器外，故一般筒式切口形液体分配器不宜用于易起泡液体物系。 ④ 液体分布点较少，故不适用于横向分散性差的环形填料。 ⑤ 槽式切口形液体分配器适用于直径≥0.8m填料塔中。筒式切口形液体分配器适用于直径≤1.2m填料塔中。 ① 适用于液体流量较小的情况下，且限制流量的波动范围，即液体流量调节比2左右。 ② 适用于黏度小的清液系统。 ③ 适用于气液两相进料的填料塔中。 ④ 可适用于不同塔径的填料塔中。 7.2.1圆筒形升气式液体分布器 如图6，由筛孔平底圆板及供气体上升的圆管组成。一般圆板可分成几块，以便安装。进液管筛孔圆板中央处上方，且使管底边高出升气管150mm左右。进液时要求速度控制在1.5m/s左右，以保证平板上所有筛孔上形成均匀的液面。 其设计步骤为： ①依据塔径，确定出液体分布器的直径，如表6所示。其余参数见表7。 ②升气管：通常情况下，升气管总截面面积取塔截面面积的15%～45%。升气管直径取DN100～DN150为宜，升气管的高度可根据要求自定。 升气管的设计，主要控制在较低的压降，常用估 图6 圆筒形升气式液体分布器 算升气管压降的经验公式为： 式中： Δp 压降，Pa A 升气管截面面积，m2 表6 圆筒形升气式液体分布器尺寸推荐值 塔径 mm 分布器直径，mm 分布器总高度mm 塔径 mm 分布器直径，mm 分布器总高度mm 塔径 mm 分布器直径，mm 分布器总高度mm 300 290 125 1350 1310 250 2550 2490 280 450 430 125 1500 1460 250 2700 2640 280 600 560 250 1650 1600 250 2850 2790 280 750 720 250 1800 1750 250 3000 2940 280 900 860 250 1950 1900 250 3150 3090 280 1000 960 250 2100 2050 250 3300 3220 280 1200 1160 250 2400 2300 280 表7 301A圆筒形升气式液体分布器结构参数 塔径mm 支撑环宽度mm 升气管数量 150～450 夹子 1～4 455～600 25 4 605～750 32 4 760～1500 38 6～28 1520～2250 51 28～75 2260～3000 64 75～128 注：塔径≥2700mm的填料支撑需要增加中间支撑梁。 ③降液孔板：设计一个良好的液体分布板，应首先保证降液孔板具有一定的筛孔数。一般要求降液孔板至少达到110个孔/m2塔截面，对500Y与700Y（750Y）通常为175～190个孔/m2塔截面。降液孔板的筛孔确定后，其孔径可由 和 推导的下式计算： 式中： d 筛孔直径，m LS 液体流量，m3/s HL 筛板上液柱，m 在设计估算时，液层高度通常取升气管高度的一半。液压头根据最小液流量和最大液流量要求能在13mm到低于升气管管顶25mm的范围内变化[125～245kPa]，为避免小孔堵塞，其孔径应不小于3mm。 7.2.2槽条形升气式液体分布器 图7 MDP槽条形升气式液体分布器 如图7，是由槽条依次等距离沿截面铺设而成。气体由无底槽内上升，液体沿槽条间底板上开设的许多筛孔处向下淋降。进料液体由叠架在槽条上且与各槽条垂直的进料槽处进入。进料槽底部的小孔与槽条间底板处的筛孔对准，使下降的液体与上升的气体分道流动。一般情况下，进料槽底部的小孔处的下降速度控制在1.5m/s左右，以保证平板上所有筛孔上形成均匀的液面。 MDP型槽条形升气式液体分布器总高约610mm。其结构尺寸见表8。 表8 MDP槽条形升气式液体分布器结构参数 塔径mm 槽条数量 最大液流量GPM 近似重量lb 900～1050 4 150 250 1200～1350 6 250 400 1500～1650 7 350 600 1800～1950 9 500 800 2100～2250 11 650 1100 2700～2900 13 1100 1700 注： ①重量按不锈钢计。 ②塔径≥2700mm的填料支撑需要增加中间支撑梁。 ③接液槽的实际数量取决于液流量。 7.2.3闪蒸进料液体分布器 如图8，它由上部的50%开口的环形通道和下部的类似于301A圆筒形升气式液体分布器而组成，上下部独立支撑。它是用来分离两相进料中的气相。上部的50%开口的环形通道高度一般为300mm，上下两板之间也为300mm。闪蒸进料液体分布器的结构参数见表9。 表9 闪蒸进料液体分布器结构参数 塔径mm 支撑宽度mm 总高mm 近似重量lb 1200～1500 38 457 140～230 1505～2250 51 559 345～750 2205～3000 64 660 750～1200 3005～3500 64 737 1200～1600 3505～4550 76 838 1600～2700 注： ①重量按不锈钢计。 ②塔径≥2700mm的填料支撑需要增加中间支撑梁。 图8 闪蒸进料液体分布器 7.3气体进口管 气体进口管和分布系统的形式与塔的操作工况存在着很大的关系。
气体分布器有下列形式： ① GD型气体分布器（图9）：适应于塔径小于2500mm的、绝对压力低的、气体负荷低的精馏场合。 ② GDP型气体分布器（图10）：适应于塔径小于2500mm的、气体负荷较高的、空间受限制的精馏场合，它在气体直接进口中使用挡板对气体进行分流，使气体沿容器内壁流动（局部切向气流分布）。 ③ GIG笛形管气体分布器（图11）：适应于塔径小于2500mm的、纯气体进料、采用其他措施不可能提供均匀气体分布并有一定压头可供利用的情况，GIG笛形管气体分布是由底部侧面开孔的水平管子组成，在管子底部气体分成许多气流束。 ④GIO型气体分布器（图12）：适应于塔径大于2500mm的场合。它是带有端面挡板的底部敞开的气体进口管，一般作为标准气体进口系统。实验结果和经验表明，如果进口的定位适当，可以得到良好的效率和良好的气体均匀扩散。对较大塔径或在高的气体负荷下，可以使用几种变型的GIO标准气体进口管。 a）如果进口管直径足够大，管子可以在水平方向分叉，气体由两个分隔仓进入塔内。 b）如果可以配置两个进口管，应放在相反的方向上。 c）如果a）和b）都不可能，或对气体分布均匀性要求很高时，GIO进口系统与带有附加升气管的装置配合使用。 d）填料间纯气体进料，气体通过管中的两个切口流出。 7.4液体进口管 液体进口管分为两种形式： ① LV型液体进口管（图13）：上图适用于无闪蒸的纯液体直接进入分布器。下图适用于进料闪蒸率<20%、法兰连接的塔，可以使闪蒸进料直接进入塔内闪蒸槽。闪蒸槽通常位于槽式分布器的主槽通道上。 ② LR型液体进口管（图14）：进料闪蒸率<10%时，将进料送进叶片式收集器的环形槽是为了将进料和回流液体混合起来。利用特殊形状的进口，还有可能送进过热的进料液体，它就能在环形槽中发生闪蒸。对于闪蒸率高（>10%）的进料，在环形槽上还采用分叉的有很多孔的圆管（对较大型塔，可以用雾化喷嘴，此时中心槽上方也采用）。注意：管内静压力必须高于塔压。 7.5液体收集器和再分配器 液体收集器是填料塔中收集上段填料层流下液体的内件。对于液体侧线采出或填料层分段进行液体再分配之处都要设置液体收集器。液体收集器其主要结构为斜板式，如图14。 为减少流体壁流， 提高传质效率，为侧线 采出或加料，填料层需分段设置。在各填料段间必须安装
液体再分布器，其 图13 LV型液体进口管 作用是收集上段填料层流下液体使之混合，进而为下段填料提供足够的分液点和优秀的液体分布质量。 1）对于小于600mm的塔使用截锥式再分布器。锥体与塔壁夹角一般取35～450，截锥下口直径为70%～80%塔径。 为增加气体流通截面积、减少阻力，改善液体再分布器的淋降点，现广泛使用改进截锥式的“玫瑰花”型再分布器。它具有： ①较高的自由截面积72%(截锥不到60%)； ②较大的液体处理量； ③均匀分布的降液点； ④不易堵塞等优点。 2）对于直径更大的塔，使用与液体分布器相似或相同的再分布器。 对规整填料分段高度约（15～20）HETP。 图14 LR型液体进口管 7.6液体出口管与防涡器 液体由塔底出口排出时，在排液口处会形成一个向下的旋涡，不但会影响塔底液面的稳定，而且有可能带走气体。如果液体为泵送，则带气会影响泵的正常工作，可能会产生汽蚀现象。所以，在塔底液体出口前需设置防止旋涡产生的挡板亦即防涡器。防涡器有单片防涡板和十字防涡板两种结构，如图15，其中(a)、(c)结构用于较清洁的液体，(b)、(d)结构用于有沉淀物的液体。为防止散落或破损填料堵塞出口管路和泵，在塔液体出口管上在设置防涡器的同时还应设置挡板或挡网。 图15 液体出口管与防涡器 8液体粘度[9] 常压下，纯组分液体在温度 （K）下的粘度 （CP）为： 式中各常数见表10。 对于液体混合物其粘度为： 式中： 组分i分子分数, mol% 组分i粘度, cP 液体混合物粘度, cP 压力下液体粘度为： 式中： μ 液体高压粘度, cP μo 液体常压粘度, cP P 压力, kPa.abs 表10 液体粘度方程系数 组分 A B C D 范围,℃ 氧 -2.072 93.22 0.6031×10-2 -27.21×10-6 -218.4～-118.5 氮 -12.14 376.1 12×10-2 -470.9×10-6 -209.9～-195.8 氩 -12.38 459.1 10.55×10-2 -351.6×10-6 -189.3～-122.4 该贴已经同步到 火影魔豆的微博
